筛板精馏塔工艺设计.doc

过程工艺与设备课程设计书第一章 概述 精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1 精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。2 再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3 冷凝器 （设计从略） 用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。第二章 方案流程简介1 精馏装置流程 精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。 流程如下： 原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2 工艺流程1） 物料的储存和运输 精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2） 必要的检测手段 为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。 另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。3） 调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。3 设备选用 精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 处理能力及产品质量处理量： 70kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：xf65塔顶产品：xD98塔底产品: xw2第三章 精馏塔工艺设计 第一节 设计条件1 工艺条件：饱和液体进料，进料丙稀含量xf65（摩尔百分数）塔顶丙稀含量 xD98，釜液丙稀含量 xw2，总板效率为0.6。 2操作条件：1）塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂水蒸气 加热方法间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.4 3塔板形式：筛板 4处理量：qnfh=70kmol/h 5安装地点：大连 6塔板设计位置：塔顶 第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算1换算将摩尔百分数换算成质量百分数：W=XMA/XMA+(1-X)MBxf65 wf63.93xD98 wD97.91xw2 wW1.91 将摩尔流量换算成质量流量：进料状态混合物平均摩尔质量：（MA为丙稀摩尔质量 MB为丙烷摩尔质量）M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmol进料状态下的质量流量：qmfs=Mqnfh/3600=0.830kg/s2求质量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs =0.536kg/s ; qmws= 0.294kg/s 详细DWG图 纸 请 加：三 二 1爸 爸 五 四 0 六全套资料低价拾元起塔内气、液相流量：1）精馏段：L =RD; V =(R+1)D;2）提馏段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 二 热量衡算1）再沸器热流量：QR=Vr 再沸器加热蒸气的质量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器热流量：QC=Vr冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl(t2-t1)第三节 塔板数的计算（经Excel计算 见附表1）利用程序进行迭代计算：流程图如下：1泡点计算： 计算过程包括：假设塔顶温度Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=316.13K塔顶压力Pt=1620+101.3=1721.3KPa KA=1.03 ; KB=0.92BAKK=a 1.11957计算过程包括：泡点进料：q=1 q线：x=xf 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.6889 =7.3544 R=1.4 Rmin=10.29616为逐板计算过程：y1=xD=0.98ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段：ynynxn)1(-=aa 直至xn xW 计算结束。理论板数：Nt=74（含釜）迭代结果：进料板Nf=i/0.6+1=59实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=123则塔底压力Pb=Pt+0.980.47Np= 1788KPa同可算得：塔底温度Tb=325.52K 2 1.18885 符合假设 所以假设成立，上述计算结果均为正确结果。塔内气、液相流量： 精馏段： qmLs=RqmDs=5.400kg/s qmVs=(R+1)qmDs=5.9994kg/s 提馏段 ： q,mLs=qmLs+qmFs=6.345kg/s q,mVs= qmVs =5.9994kg/s 第四节 精馏塔工艺设计1 物性数据常压43下，丙稀的物性数据：气相密度：V =28.13kg/ m3液相密度：L =463.92kg/ m3液相表面张力：=4.5mN/m2 初估塔径气相流量：qmVs=6.0547kg/s 液相流量：qmLs=5.5187kg/s 两相流动参数： =0.218初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理（下册）P107筛板塔泛点关联图，得：C20=0.062所以，气体负荷因子：C =0.046109 液泛气速： 0.181485m/s 取泛点率0.75 操作气速：u = 泛点率 uf=0.136114 m/s 气体流道截面积： =1.586214 m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.15; 则A / AT=1- Ad / AT =0.85 截面积: AT=A/0.85=1.866134 m2 塔径： =1.54144m 圆整后，取D=1.6m 符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联 实际面积： =2.010619 m2 降液管截面积：Ad=AT0.15=0.301053 m2气体流道截面积：A=AT-Ad=1.709026 m2实际操作气速： = 0.126333 m/s 实际泛点率：u / uf =0.6961043 塔高的估算 Np=123 有效高度：Z= HT Np=55.35m 釜液高度（略），进料处两板间距增大为0.7m设置7个人孔，每个人孔0.8m裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取1.5m.设釜液停留时间为30min釜液高度：Z =0.5673m 取其为0.6m 所以，总塔高h=Z+0.7-0.45+5+1.5+1.5+0.6=64.2m第五节 溢流装置的设计1 降液管（弓形）由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT0.15= 0.241274 m2由Ad/AT=0.15,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.81所以，堰长lw=0.81D=1.296m2 溢流堰 取E近似为1则堰上液头高： =0.0293028m取堰高hw=0.03m,底隙hb=0.04m液体流经底隙的流速：ub =0.4247m/sub0.5m/s 符合要求第六节 塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度=3mm 进出口安全宽度bs=bs=70mm 边缘区宽度bc=50mm由Ad/AT=0.15,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：bd/D=0.2所以降液管宽度：bd =0.2D=0.32m =0.41mr= =0.75m有效传质面积： = 1.16564595m2 取筛孔直径：do=7mm,取孔中心距：t=3.8do= 0.0266m开孔率： = =0.06281163 筛孔面积： = 0.07321613m2 筛孔气速： =2.9488866m/s筛孔个数： =1903第七节 塔板流动性能校核1 液沫夹带量校核质量夹带量ev ：ev=0.006413ev5s 满足要求 5 严重漏液校核 =0.012738mk=2.01381.5-2.0满足稳定性要求 1.461741m/s第八节 负荷性能图1 过量液沫夹带线规定：ev = 0.1（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件得： = 10671-167qVLh2/3 由上述关系可作得线2 液相上限线 整理出：qVLh=3.07lw=4.034 与y轴平行 由上述关系可作得线3 严重漏液线 将下式分别代入 近似取Co为前面计算的值 得：qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中：a= =4843.3 b=0.0056+0.13hw-h=0.01024 c= =0.000285得：qVVh =4843.3(0.01024+0.000285qVLh2/3)1/2 由上述关系可作得线4 液相上限线令 =5s 得： =90.693由上述关系可作得线5 浆液管液泛线Hd=HT+hW令 将 =0以及how与qVLh , hd 与qVLh ，hf 与qVVh , qVLh 的关系全部代入前式整理得： 式中：a= =37.643109 wenzhiyaogaiya b= =0.167 c= =286.9646108 d= =0.003124得： 上述关系可作得降液管液泛线上五条线联合构成负荷性能图作点为：qVLh =49.23m3/s qVVh =895.36 m3/s负荷性能图： 可见，线的位置偏上，所以它对操作的影响很小。设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下，操作弹性：qVVhmax / qVVhmin3所以基本满足要求第四章 再沸器的设计一 设计任务与设计条件（经Excel计算 见附表2） 1选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力：1.7213MPa 压力降：Nphf=1230.10.4649.8103=0.0560MPa 塔底压力=1.7213+0.0560=1.7773MPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）100525压力（MPa绝压）0.10131.7773蒸发量：Db= q,mVs =6.0547kg/s3 物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2258.4kj/kg热导率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.4kg/m32） 管程流体在（52.5 1.7817MPa）下的物性数据：潜热：rb=328.667kj/kg液相热导率：b =81.54mw/(m*K)液相粘度：b =0.07mPa*s液相密度：b =423.54kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.09kj/(kg*k) 表面张力：b0.0025N/m气相粘度：v =0.088mPa*s气相密度：v =47.19kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.00025 m2 K/kg 二 估算设备尺寸 热流量： = 1989980.085w 传热温差： =100-52.5=47.5K 假设传热系数：K=650W/( m2 K) 估算传热面积Ap =66.99141844 m2 拟用传热管规格为：252.5mm,管长L=3000mm 则传热管数： =284.3204153 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=18.5479838 管心距：t=0.031m 则 壳径： =0.62337m 取 D=630 L/D=4.812(4-6之间) 取 管程进口直径：Di=0.25m 管程出口直径：Do=0.35m 三 传热系数的校核1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.19则循环气量： =31.86684211kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： di=25-22.5=20mm = 356.7640772kg/( m2 s) 雷诺数： =101932.5935 普朗特数： =2.70375 显热段传热管内表面系数： = 1390.67260w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： = 0.881145982kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.04006kg/(m s) =564.7387132 管外冷凝表面传热系数： = 5613.395353w/ (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.00051177 m2 K/w 冷凝侧：Ro=0.00015 m2 K/w 管壁热阻：Rw=b/w= 0.000051 m2 K/w 4）显热段传热系数 dm=(di+do)/2 =519.8673124w/( m2 K) 2. 蒸发段传热系数KE计算 传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 qmws = 1284350.678kg/( m2 h) Lockhut-martinel参数： 则1/Xtt=0.667218895 查设计书P96图329 得：E=0.1 在Xe=0.19 X3Xe=0.057的情况下 =0.259808928 再查图329，=0.8 2）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.45 泡核沸腾表面传热系数: =660735.0674 w/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ： = 1348.233013w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE 对流沸腾因子 ： = 1.784000945 两相对流表面传热系数: = 2405.24897 w/( m2 K) 沸腾传热膜系数： = 299736.0293 w/( m2 K) =971.918874 w/( m2 K) 3.显热段及蒸发段长度 = 0.024842313LBC = 0.024842313L= 0.07452694mLCD =L- LBC = 2.92547306m4传热系数 = 960.6888674 m2 实际需要传热面积： =45.32624814m25传热面积裕度： = 0.4779828730.150.2所以，传热面积裕度合适，满足要求四 循环流量校核1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 0.0633时=4.593571881 两相流的液相分率： = 0.42186218 两相流平均密度： =209.7546kg/m3 2）当X=Xe=0.19 = 1.498758515两相流的液相分率： = 0.25435514 两相流平均密度： = 145.2058kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.9 则循环系统的推动力： = 5110.109229pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 649.185988kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 2318521.38进口管内流体流动摩擦系数： = 0.01514583进口管长度与局部阻力当量长度： =29.2986442m管程进出口阻力: =864.734378Pa 传热管显热段阻力P2 =362.268966kg/(m2s) =103505.419 =0.02164256 = 12.2348283Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =45.8874024kg/(m2s) =104298.551 =0.02161572 =70.5411797Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=316.381564 kg/(m2s) =719049.009 = 0.0167572 = 283.617972Pa = 2403.54755Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 2.02322768 = 613.87613管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 331.217341kg/(m2s) = 62.9312947kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 40.78699237m =2502949.22 = 0.01506339 =21.1331518b. 液相流动阻力PL5 =268.286046（m2s） = 1341430.23 = 0.01581053 = 153.299223Pa = 1028.313918Pa 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 4922.706802 又因 =1.038068994 第五章 辅助设备设计 一 辅助容器的设计 容器填充系数取：k=0.7 1进料罐（常温贮料） 20丙稀 L1 =526kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 压力取1.818MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 =516.3 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=2988kg/h 取 停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积： 793.691m3 圆整后 取V=794 m3 2回流罐（43）质量流量qmLh=3600RqmDs =19864.08kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数=0.7则回流罐的容积 13.74 m3取V=14 m33塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =1929.6 kg/h；产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数=0.7则产品罐的容积 384.41m3取V=385m34 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh=3600qmWs =1058.4 kg/h 则釜液罐的容积 351.42 m3取V=352m3二 传热设备 1进料预热器 用90水为热源，出口约为70走壳程 料液由20加热至45，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2988kg/h 管程液体焓变：H=401kj/kg 传热速率：Q= qmfsH=2988401/3600=332.83kw 壳程水焓变：H=125.6kj/kg 壳程水流率：q=9050kg/h 假设传热系数：K=650w/(m2K) 则传热面积： 圆整后取A=12m2 2 塔顶冷凝器拟用10水为冷却剂，出口温度为30。走壳程。管程温度为43管程流率：qmVs=6.0547kg/s取潜热r=302.54kj/kg传热速率：Q= qmVsr=1831.79kw壳程取焓变：H=125.5kj/kg则壳程流率：qc=3600*Q/H=52545.34kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=122m23 塔顶产品冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由43降至25 管程流率：qmDs = 0.536kg/s ; 取潜热：r=280kj/kg则传热速率：Q= qmDsr=150.08kw壳程焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=3600*Q/H=6432kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=15 m24 釜液冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由52.5降到25管程流率：qmWs=0.294kg/s丙烷液体焓变：H =282kj/kg传热速率：Q= qmVsH =82.908kw壳程取焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=3600*Q/H=3553.2kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=7 m2三 泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.00161 m3/s 取d=65mm液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003查得：=0.025取管路长度：l=100m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则qVLh =5.97m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.01174 m3/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00116查得：=0.02取管路长度：l=100m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则qVLh =49.44m3/h选取泵的型号：DSJH 扬程：38280m 流量：951740m3 /s3.釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.4m/s液体密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.000665m/s 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0045查得：=0.04取管路长度：l=40m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则qVLh =2.393m3/h该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。选取泵的型号：GI 扬程：101510m 流量：0.190m3 /s第六章 管路设计进料管线取料液流速：u=0.5m/s则取管子规格685。其它各处管线类似求得如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5703顶蒸气管1532510顶产品管0.5603回流管0.51803釜液流出管0.5324.5仪表接管/252.5塔底蒸气回流管151594第七章 控制方案精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。将本设计的控制方案列于下表序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h丙烷、丙稀L=516.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=469.83PIC-01塔压控制02MPa丙稀V=284HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=4705HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4426TIC-01釜温控制4060丙烷L=442 心得体会 附表13.141593lkg/m3mN/mM kg/mol463.924.5542.13kmol/hkg/hm3/hm3/s518.97421864.37462777.26180.2159061kmol/hkg/hm3/hm3/s472.9819926.647442.952770.0119313lnFlv（3）塔板布置 (4)塔板校核-1.4942384320.224419进口安定区bs m0.07a 液沫夹带量ev0.006413出口安定区bsm0.07计算0.0069870.45边缘宽度bc m0.05判断TRUE查图6.10.24bd/D0.2b 塔板阻力hf0.062降液管宽度bd0.32查图6.10.30C00.720.046109x0.41干板阻力h00.0518420.181485r0.75ua0.1534040.75气体动能因子Fa0.813620.136114有效传质面积Aa m21.165646查充气系数6.10.310.71.586214选筛孔直径d0 m0.007液层阻力hL0.0415120.15筛孔中心距t=3.8d0 m0.0266表面张力阻力h0.0005710.85开孔率0.0628116塔板阻力hf0.0939251.866134筛孔总截面积A00.0732161c 降液管液泛校核1.54144筛孔气速u02.9488866hd0.0081011.6筛孔个数 n1902.483降液管中液柱高Hd0.161329选取塔板厚度 m0.003取泡沫层相对密度0.62.010619选取堰高hw0.03Hd0.2688810.301593查图6.10.24lw/D0.811.709026堰长lw1.296判断TRUE0.126333E1d 液体在降液管中的停留时间0.696104堰上液头高度how0.0293028t11.37483选取底隙hb0.04判断TRUEe 严重漏夜校核h00.012738稳定系数k2.01738判断TRUE漏液点气速u01.461741(5)负荷性能图a 过量液沫夹带线b 液相下线c 严重漏夜线qvvhqvlh3.9787 a3412.434b0.008928704c0.000318702.252qvlhqvvhd 液相上限qvlh97.71618589.557qvlhqvvh2331.22548488.9683.309462003333.903e 降液管液泛线8396.5183.3094665004336.275a8.58386E-088310.0765338.4404b0.2378228.331qvlhqvvh6340.4526c4.39088E-068150.40159.851112007342.3446d0.0040616018075.66259.8511165008344.1386qvlhqvvh8003.6469345.850421638.8048257933.99610347.491831631.5984037866.42911349.07241625.09918